【《脱硫液化石油气脱丙烷塔设备的工艺计算与选型分析》11000字】

脱硫液化石油气脱丙烷塔设备的工艺计算与选型分析目录TOC\o"1-3"\h\u24279脱硫液化石油气脱丙烷塔设备的工艺计算与选型分析 塔板液相温度汽相温度液相质量流量汽相质量流量液相体积流量汽相体积流量液相分子量汽相分子量液相质量密度汽相质量密度液相粘度汽相粘度表面张力CCkg/hrkg/hrcum/seccum/seckg/cumkg/cumcPcPdyne/cm232.316137.869021238.9262627.5630.0006870.03328346.7909645.32307500.598621.929260.0955190.0092777.782829337.8690241.176021248.2072636.8440.0006910.03316148.498546.07193502.130422.088110.098630.009327.758734441.1760243.017871251.782643.4170.0006930.03309649.4577646.48426502.819622.18650.1005230.0093447.839678543.0178741.026321257.9812646.6180.0006940.03304949.9552346.6954503.188522.244830.1015070.0093597.875451641.0263241.597481258.8292647.4650.0006950.03300550.2051246.79991503.443822.281520.1019680.0093687.888782741.5974841.946291258.5292647.1660.0006940.03296250.3310846.85151503.640322.3080.1021620.0093747.894265841.9462945.181341257.7542646.3910.0006930.0329250.3967346.87758503.792222.330190.1022270.0093797.896512945.1813445.355631256.8592645.4960.0006930.03287850.4330846.89141503.905522.350940.1022320.0093837.896991045.3556345.496231255.9932641.630.0006920.03283750.4551446.89938503.988222.371460.102210.0093867.8963251145.4962345.61911255.542641.1770.0006920.03280150.4702946.90503501.045622.392280.1021770.0093897.8947741245.619145.728841251.4982643.1350.0006910.03275850.4829746.90892501.083622.413280.102140.0093927.8925011345.7288445.836081253.8272642.4640.0006910.03271850.4949746.91299501.109222.434530.1021010.0093957.8897351445.8360845.949481253.1492641.7860.000690.03267950.5101546.91836501.130822.455760.1020630.0093987.8865671545.9494846.08211252.3642641.0010.000690.03263950.532946.92667501.160222.476550.1020320.0094017.8830951646.082146.25571251.3062639.9430.0006890.03259750.5705646.94071501.216322.496150.1020090.0094067.8793931746.255746.507121249.7062638.3430.0006880.03255350.6359246.96532501.330222.513380.1020040.0094117.8759191846.5071246.897841247.1272635.7640.0006870.03250250.7509447.00874501.553122.52640.102030.0094197.87215塔板液相温度汽相温度液相质量流量汽相质量流量液相体积流量汽相体积流量液相分子量汽相分子量液相质量密度汽相质量密度液相粘度汽相粘度表面张力CCkg/hrkg/hrcum/seccum/seckg/cumkg/cumcPcPdyne/cm1946.8978449.004464393.7732782.410.0024170.03394750.9520347.67076501.965922.767780.1021070.0094377.8674822049.0044651.324324436.6112825.2480.0024470.03411951.419148.36344503.697323.001910.1030440.0094577.7646452151.3243251.053384481.642870.2770.0024770.03425551.9801649.18903502.588823.275120.1043760.0094817.6951752251.0533857.161374536.7122925.3490.0025140.03442252.6471350.17255501.350223.606920.1061040.0095087.6091032357.1613760.459974601.7942993.4320.0025590.03465653.3920951.27619499.850623.993090.10820.0095367.4650022460.4599763.684914681.2593069.8960.0026110.03493751.1594852.41557498.090621.408180.1105650.0095627.252772563.6849166.575524763.0243151.6620.0026670.03527351.8843553.49359496.175221.81950.1130310.0095847.0410582666.5755269.001454843.0693231.7060.0027220.03563455.5162551.43271491.307525.191830.1154030.0096036.8476412769.0014570.921454913.4643302.1010.0027710.0359656.0319855.19688492.621825.507280.1175010.0096176.7036692870.9214572.376954971.7863360.4230.0028120.03623556.4303155.78522491.211725.760950.1192290.0096296.5963682972.3769573.448545017.5293406.1660.0028440.03644956.7254356.21978490.09625.958140.120570.0096386.5183963073.4485471.224345051.9543440.5910.0028680.03660556.9375356.53128489.245526.108830.1215630.0096456.464443171.2243471.782855077.1993465.8360.0028860.03671257.0866856.74989488.610626.223720.1222710.009656.4296823271.7828575.187085095.4223481.0590.00290.03678157.1899356.901488.140626.31220.122760.0096556.3370813375.1870875.484745108.4733497.110.0029090.03682257.2605357.00423487.792126.381610.1230880.0096596.3100123475.4847475.710955117.7853506.4220.0029160.03684257.3082557.07395487.532426.437350.1232980.0096636.2901123575.7109575.891485121.3923513.0290.0029210.03684857.3457.12035487.338226.483170.1234230.0096666.2752393675.8914876.045865128.9973517.6340.0029240.03684357.3606157.15046487.194826.521480.1234870.0096696.2638843776.0458676.190175132.0333520.6690.0029270.0368357.3733757.1691487.094626.553660.1235040.0096736.2550053876.1901776.339975133.7063522.3430.0029280.0368157.3806157.17967487.035926.580260.1234820.0096766.2478783976.3399776.514185131.0263522.6630.0029280.03678557.3842957.18502487.022826.601080.1234240.0096816.2419584076.5141876.742595132.7833521.420.0029270.03675257.3871457.18907487.06726.615340.1233260.0096866.2366854176.7425977.083215129.5023518.1380.0029250.03670957.3952657.20064487.190326.6220.1231810.0096936.2310824277.0832177.666265123.3563511.9930.002920.03664657.4254857.24411487.431826.621120.1229740.0097036.2228454377.6662678.804325112.983501.6170.0029110.03654157.5254257.38869487.861426.618840.1226770.009726.205801从表1.1ASPEN模拟后塔板水力学数据中不难找出第39块板的汽液相符合最大，本设计将采用此快板的水力学数据对脱丙烷塔进行计算，具体数据详见表1.2。表1.2脱丙烷塔第39块板水力学数据板数液相的温度℃气相的温度℃液相的质量流量kg/h气相的质量流量kg/h液相的体积流量m3/s气相的体积流量m3/s3976.376.55131.0263522.6630.0029280.036785液相分子量汽相分子量液相质量密度汽相质量密度液相粘度汽相粘度表面张力57.3842957.18502487.022826.601080.1234240.0096816.241958塔板工艺尺寸计算如下：（1）塔径的计算：据流量公式，即D=其中，D——塔径，m；Vs——塔内气相体积流量，m3u——空塔气速，m/s；u其中，umaxρL——液相密度，kg/m3ρV——气相密度，kg/m3C——负荷系数。可从图1.1史密斯关系图中求得负荷系数，系数表以表面张力α=20mN/m来绘制的，需要根据此式子找出负荷系数：C=图1.1史密斯关联图求出史密斯关联图的x轴横坐标数值：L取板间距HT=0.60m，取上层液高hL=0.10m，则参考图中：H查图1.1得C20=0.068，则：C=u一般来说，孔塔气速的取值在最大孔塔气速的0.6倍至0.8倍，取安全系数为0.6，则：u=0.6因此塔径即：D=常用的塔径标准长度（mm）有400、500、600、700、800、1000、1200等，本设计规整后取塔径D=1000mm。塔截面积则：A实际的空塔气速：u=（2）塔板数及有效高度的计算本设计的物系液相粘度处于0.03~1.4mPa·s，选用经验法求塔效率：E根据ASPEN严格和简捷计算后所得的实际塔板数44代入：N精馏段的有效高度：HH1.1.2塔盘工艺计算（1）塔板盘的选择：板式塔中，最核心的内部构件即是塔盘，它由塔板盘、降液管、汽液接触式元件、溢流堰、受液盘等。塔板盘中常见的是整块式和分块式两种，对比见表1.3。表1.3塔板盘对比塔盘类别整块式分块式定距管式重叠式单溢流塔盘双溢流塔盘简述固定支撑效果好，稳定保持塔盘一定间距采用调节螺丝，良好的支柱作用，结构易调整液体自受液盘横向流动，塔板效率高，结构简单上层塔板的液体分别经左右两侧降液管流至塔板，结构复杂，但有效降低液面差优点带来一定稳定性，有效控制板间距结构设计简单，有足够的刚性，节省材料适用性拆装，检修不方面，耗费材料根据塔径的大小选择对应的塔盘液体从上而下依次地溢流至上下两塔盘，而这种特殊流动方式很大程度上影响着塔板上汽液想接触的过程，溢流方式对生产过程极为重要，溢流堰和降液管的结构也很大程度上决定溢流方式。直径大的塔可以使用形降液管，本设计塔直径为1000mm，而且塔板的面积利用率不低，弓形降液管是较合适的选择。常用的降液管布置形式有单、双溢流、阶梯溢流及U型溢流，参图1.2与表1.4。图1.2溢流类型表1.4溢流类型对比名称单溢流型双溢流型阶梯双溢流U形溢流特点常见的流动形态，塔体流径常，塔板效率高，结构简单上层塔板的液体分别经左右两侧降液管，降低液面落差降低液面落差而不缩短液体流径，结构复杂液体流径较长，塔板利用率高，但容易造成汽液分布不均的现象适用性广泛适用于塔径小于2200mm的塔一般适用于塔径大于2000mm的塔适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合适用于小塔径或者液体流量较小的场合综合表1.3和表1.4的对比选择，本设计脱硫液化石油气塔径1m，考虑到生产规模不大，塔负荷，结构简单，拆修方便，经济效益为优，最终选择分块式的单溢流流型塔板，降液管选择弓型降液管。（2）溢流装置的计算。①采取单溢流的弓形降液管，不设置进口堰，取堰长为：l②根据式子求出出口堰高：h脱硫液化石油气采用的是平直堰，how堰上液层高度：h近似取E=1，则：h由上述计算以及确定hL板上液层高度为0.10m，即，hw③据图1.3可以求取弓形降液管宽度Wd以及截面积Af，图1.3宽度与截面积比图已求得lw=0.8m，D=1m，即：l从图中可得数据：当横坐标取0.8时纵坐标的两条线分别是：A则：AW依上述几个式子，作有关验算液体处于降液管的停留时间θ：θ=降液管的截面积应该确保液体可以在其停留时间足够，这样溢流液体中所携带的气泡能够被及时分离。计算后停留时间合理，故降液管尺寸合适。④求h0降液管底隙高度，即求降液管地边和塔板的距离，这是为了确保液体流过此处时应该减少一定局部阻力，防止因为存在沉淀物而将降液管堵塞，与此同时也保证良好的液封，防止短路。h这里uhh设计降液管高度，以确保不会造成堵塞，也要确保不会因为安装偏差而最终导致液流不畅通，液泛等结果。故设计合适。（3）塔板布置计算。选择塔板布置。通常来说塔板直径在800mm以内选择整块式塔板；直径在1200mm以上选择分块式塔板（属于大塔径），留出设置人孔拆装的空间；本设计塔径属于800mm及1200mm之间，根据制备与安装检修具体情况，在两者之间选择分块式塔板，将塔板分为四块。取破沫区宽度Wc=Ws=0.09m，边缘区宽度Wc=0.07m。以下计算塔板数鼓泡区面积：A式子中：R=x=将上述求得的值代入公式，则：A取浮阀孔动能因子F0=10，求孔速：u即单块板上的浮阀数目为：N=本塔设计根据浮阀排列的方式确定等腰三角叉型，同一排孔心距t=75mm，即：t由于塔径适中，上述已采用分块式，鼓泡区面积要被各分块塔板的支撑和衔接占掉一定部分，排间距不宜超过300，因此取t’=300mm。将重新取得的数据代入，得出N=23。将N代入，重新核算阀孔动能因素：uF阀孔动能因素在9~12范围内属于合理的设计，本设计开孔率：u1.1.3核算塔板流体力学（1）流经浮阀塔板气相的压力降：hp·干板阻力：u故u0h·求板上充气液层阻力：本设计为脱硫液化石油气脱丙烷塔，分离烷烃类的混合液，液相是碳氢化合物，取充气系数ε0h·由于表面张力带来的阻力很小，可以选择忽略不计，即与气体流经一层的浮阀塔板的压力降等于液柱高度：h则单板压降：Δ（2）液泛为了确保不会发生液泛现象，要求规定降液管中的清液层高度，即，H由前面已经求出hph由前面已经选定hLH取ϕ=0.5，取定HTϕhd（3）雾沫夹带以下两式，即，泛点率=泛点率=板上液体流径长度：Z板上液流面积：A组分为烷烃类，可按照正常系统，根据泛点负荷性能图，K=1.0，查得泛点负荷系数CF泛点率=泛点率=通过上述式子计算得泛点率都没有80%，可知雾沫夹带线合适。1.1.4绘制塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线由，泛点率=可知，按照80%的泛点率来计算，泛点率=经过整理，得：V据此式，知雾沫夹带线为直线，在操作范围内任取两个Ls，找出对应的Vs，如表表1.5雾沫夹带线L0.0020.010V0.0580.050（2）液泛线将几个式子联立，ϕϕ物系一定，塔板尺寸也一定，HTN=式子中的孔径与阀孔数也为定值，进一步化简，C其中C1V在操作范围内任意选择几个Ls值，计算出对应的Vs值，表表1.6液泛线L0.0010.0050.0090.013V0.0610.0600.0590.058（3）液相负荷上限线确保求出合适的液体在降液管中的停留时间，因为液体的最高流速在降液管中的停留时间要限制在3~5s以上，即，θ=则取θ=5sL所求Lsmax=0.014（4）漏液线F1重型阀的选择，按照F0uN=得，V选定F0V（5）液相负荷下限据前面的计算，取堰上液层高度how2.84L运用OFFICEEXCEL绘制出塔板负荷性能图，如图1.4。图1.4塔板负荷性能图从图中可以看出在任务规定条件下操作点p处于合适的位置，塔板的气相负荷上限是被雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制，根据图找出操作弹性：操作弹性=1.1.5脱丙烷塔工艺计算结果本节所设计脱丙烷塔工艺计算的结果如表1.7所示。表1.7脱丙烷塔工艺计算结果项目数值/说明备注进料流量，吨/年26280液相的体积流量，m3/s0.002928气相的体积流量，m3/s0.036785塔径，D/m1.00板间距，HT/m0.60塔板形式弓形降液管分块式，单溢流空塔气速，u/(m/s)0.052堰长，lW/m0.80堰高，hW/m0.088板上液层高度，hL/m0.10降液管底隙高度，h0/m0.018浮阀数，N/个16叉排，等腰三角形阀孔气速，u0/(m/s)1.34阀孔动能因素F010临界阀孔气速，uoc/(m/s)2.52孔心距，t/m0.075液体在降液管的停留时间θ/21.6降液管内清液层高度H0.20泛点率%15.4气相负荷上限V0.055由雾沫夹带控制气相负荷下限V0.019操作弹性2.891.1.6塔件的设计（1）设计进料管脱丙烷塔进料的流量为F=3000kg/h进料温度确定为40℃，密度为572kg/m3，进料泵将物料输入的速度范围是1.5~2.5m/s，这里取u=1.7m/s，已知液相体积流量为VLd由此选取ϕ50×3.5mm，热轧无缝钢管，型号国标GB8163−2008（2）设计塔底出料管设定塔底出料速度u=0.9m/s，已知液相体积的流量Vd由此选取ϕ65×5.5mm，热轧无缝钢管，型号国标GB8163−2008，

（3）塔体材料设计塔筒体厚度，对钢材进行选型脱丙烷塔处理料为烷烃，主要含碳三、碳四类，腐蚀性小，材质可以选择一般常用钢种，压力处于1.1MPa，根据钢制容器中钢板许用应力表，采取20R、16MnR、15MnVR等钢材，设计温度在100~150℃内，以下对比16MnR与20R两个钢材的方案设计。·方案一采用16MnR钢质，温度处于-5~44℃范围内的许用应力查得为σt=163MPa；采用V形坡口双面焊缝的双面焊接，局部无损检测，查阅焊接系数表后取ϕ=0.85；钢板负偏差取Cδ取δnΔ水压校验：pp内壁容器校验取两者之中最大者，pTσ16MnR在常温水压试验时钢质许可应力：σ故σT<·方案二采用20R材质，20R钢板材质σt=133MPaδ圆整后为δn水压试验：σ常温下钢质材料20R的水压试验许可应力为：σ故σT·方案比较：表1.816MnR和20R对比材质16MnR20R厚度6mm6mmσ163MPa133MPaϕ0.850.85用钢量较少较多制造费用略贵略便宜综合制造费用较低较高总的来说，16MnR的价格要比20R贵，但考虑到本设计是小规模生产耗用量，两材质δn与δ（4）封头的型式和壁厚的确定封头是塔件设备里重要的组成部分，有凸形、锥形、平板三类常见的形状封头，其中凸形封头有半球形、椭圆形、碟形等结构，锥形封头包括折边和无折边等形状。合理的封头选型和筒体连接方式、制备条件、工艺路线、材料的消耗等息息相关。通过表1.9和计算来选型出合适的封头。表1.9封头对比类型椭圆形封头球形封头碟形封头平板封头概述由半个椭球体壳体和一定高度的短圆筒组成部分球面与圆筒直接连接折边的球形封头，由部分球形壳体、过渡环壳、短圆筒节组成以圆平板筒体来作为封头/人孔、手孔的盖板注意事项当Di<1200mm，时用整块钢板，ϕ=1与筒体连接处的局部应力较大，一般应用于直径不大或者低压设备上，与无折边球形封头连接的圆筒厚度不小于封头厚度在球形封头厚度设计下，设计出碟形封头公式：δ因为其制造方便，在化工设备容器上应用较多，平盖周边与筒体连接时，最大应力要在平板中心对椭圆形封头、球形封头、碟形封头、平板封头的计算：·椭圆形封头：δ·球形封头：δ·碟形封头：δ·平板封头：采用圆形平盖，则K=0.44m=0.471δ对比表1.9计算可知，从钢材消耗量角度来看，球形封头消耗量最少，比椭圆形节省49.6%，比碟形封头节省40%，其中平板封头用量是椭圆形大概9倍多；从制造工艺角度去看，椭圆形封头过程简单，平板封头因为其物性原因，材料坯型获取、车削加工、焊接技术等角度，制造过程会有不少困难，再者封头和筒体的厚度相差较大，结构不合理。综合刚性强度、材料结构、制造工艺等角度考虑，采用椭圆形封头合理。（5）塔高和封头高①1.1.1已经计算出塔板数为58块；②预留一定的位置安装塔板和开人孔，减少塔顶出口气雾沫夹带现象，塔顶空间HD③已经确定板间距HT④每9块塔板设置一个人孔空间。脱丙烷塔实际塔板数58块，因此需要开设6个人孔；⑤进料空间的高度有要求，要满足不同进料物性状态以及进口结构，HF⑥根据ASPEN模拟结果，塔底出料流量为3.29cum/hr，为了给塔底留出空间，保障塔底釜液存储以及出口结构稳定，要为塔底留出一定的高度，留出7分钟的时间，即H塔体高度，则，H=结果取整为28m。⑦脱丙烷塔直径1000mm，选择JB1154-73-16MnR-DN1000×6，封头高度h1=250mm，1.2换热器设计换热设备里最常用的是管壳式换热器，其将换热管束和管板连结在一起，经筒体和管束箱包装起来。管程空间即是管内的通道及附加的管箱，壳程空间即是管束以外的空间和其相连部分。固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管换热器是三种常见的换热设备，分别对应着不同的使用场合。表1.10常见换热器类型固定管板式换热器浮头式换热器U形管换热器特点换热器结构单而紧凑，制造成本低，工程上广泛应用管束热变形不会因壳体而受到约束，结构便于清洗，易检查换热管自由抽出，易于清洗，易消除热效应缺点不易清洗，检查工作困难结构复杂，制造成本高换热管堵塞只能更换，维修成本大使用说明换热管束可以根据需求做成单程或多程，壳体和管子温差比较小，壳程压力不大，介质不宜结垢换热器直径大和管束长的时候需要在管束下方安装滑道最里层U形管保持最小的弯曲半径，适用于管程温差大、管内清洁介质、压力高场合ASPEN严格（RadFrac）计算自带塔顶冷凝器和塔釜再沸器模块，在EDR-IMPORT选择对应的ASPEN版本以及全流程文件，据结果计算结果的热力学模块、设备几何、计算规则等查找出冷热流股温差，管壳程压力，换热系数以及传热面积等参数；本设计选用严格计算塔上的‘虚拟流股’选项，外接塔顶冷凝器，回流罐，塔釜再沸器等，将默认不能查看的换热器设备以可视的情况展现。1.2.1塔顶冷凝器选型严格计算模块塔顶冷凝器的设计如表1.11-1.12。条件壳程管程物流介质水蒸气烷烃（碳三、碳四）质量流量kg/h30001238.93进口温度℃28.032.3出口温度℃28.431进口压力MPa0.501.04出口压力MPa0.481.03表1.11冷凝器设计数据表1.12冷凝器内介质数据项目进出碳三、碳四循环水碳三、碳四循环水温度C32.3283128.4压力MPa1.040.51.030.496气相分率0100质量流量kg/hr1238.9330001238.933000体积流量cum/sec0.00690.00870.00690.0087质量流量kg/hrH2O0300003000乙烷7.934507.93450丙烯528.0960528.0960丙烷260.6780260.6780异丁烷171.9310171.9310正丁烷33.5519033.55190异丁烯91.555091.5550丁烯-190.5716090.57160反-丁烯-232.2099032.20990顺-丁烯-216.3889016.38890异戊烷0.000600.00060脱丙烷塔塔顶冷凝换热系统在传热过程中有相变，换热温差不大，本设计是小型规模生产，采用的换热器将两段管板与壳体焊接连接固定，壳体和管程之间温差并不大，压力不算高，不必设置节流膨胀，管程内介质脱硫液化石油气腐蚀性小且不易结成污垢，选择结构简单、成本廉价的固定管板式换热器。ASPEN冷凝器计算的结果通过EDR软件处理后，计算出冷凝器的几何尺寸，结果如图1.5-1.7。图1.5TEMASHEET图1.6SETTINGPLAN图1.7TUBESHEETLAYOUT从设计结果可以看出，EDR计算出冷凝器所需6块折流板，管数为30根，管外径19.05mm，管内径11.84mm，换热系数为841.3W/m2·k，传热面积2.1m2表1.13脱丙烷塔冷凝器型式DN/mm325换热器型式管壳式换热器规格型号AES325−2.5−5−管程压力/MPa2.5壳层压力/MPa2.5管程数/个4管长/m3传热面积/m26.4管规格ϕ25管程出入口DN/mm100壳层出入口DN/mm100设备净重/kg1062充水水重/kg270换热管排列方式正方形旋转45°折流板间距/mm450旁路挡板数量1换热管与管板的连接强度胀接/强度焊接接管法兰标准HG205921.2.2塔釜再沸器选型严格计算模块塔釜再沸器的设计如表1.14-1.15。表1.14再沸器设计数据条件壳程管程物流介质水蒸气烷烃（碳三、碳四）质量流量kg/h15005112.98进口温度℃220.077.7出口温度℃219.077.0进口压力MPa0.51.09出口压力MPa0.51.08表1.15再沸器内介质数据项目进出碳三、碳四循环水碳三、碳四循环水温度C77.722077.0219压力MPa1.090.51.080.5气相分率1100质量流量kg/hr5112.9815005112.981500体积流量cum/sec0.00290.186070.00290.18607质量流量kg/hrH2O0150001500乙烷1.08855E-1101.08855E-110丙烯0.11712600.1171260丙烷0.58191800.5819180异丁烷1311.4501311.450正丁烷640.6610640.6610异丁烯837.6570837.6570丁烯-1833.2110833.2110反-丁烯-2706.7890706.7890顺-丁烯-2519.330519.330异戊烷263.1810263.1810脱丙烷塔再沸器换热过程中传热温差达到140℃左右，选用浮头式换热器。其结构上的特点在于换热两端的管板一个是固定而另一个是游动状态，与其他换热器不同，虽然浮头式换热器有金属耗费量多，制造价格昂贵等特点，但是其优点是可以良好地消除热应力，让管束热变形程度减少从而不受壳体的影响。通过ASPENEDR对设备的计算，结果见图1.8。图1.8TEMASHEET图1.9SETTINGPLAN图1.10TUBESHEETLAYOUT从设计结果可以看出，EDR计算出再沸器不需要折流板，换热器总管数为36根，管外径19.05mm，管内径11.83mm，换热系数为451.7W/m2·k，传热面积3.1表1.16脱丙烷塔再沸器型式DN/mm325规格型号AES325−4.0−5−换热器型式管壳式换热器管程压力/MPa1.0壳层压力/MPa1.0管程数/个2管长/m3传热面积/m27.3管规格ϕ25管程出入口DN/mm100壳层出入口DN/mm100设备净重/kg1103充水水重/kg270换热管排列方式正方形旋转45°折流板间距/mm450旁路挡板数量1换热管与管板的连接强度胀接/强度焊接接管法兰标准HG205921.2.3换热器校核前面提到为了获得ASPEN严格模块塔顶冷凝器和再沸器的参数数据，不能直接查阅，在此借助虚拟流股的方案（不会对严格模拟自身的计算带来影响或偏差），如图1.11的蓝色部分、红色部分，分别对应着脱丙烷塔进入冷凝器、再沸器的流股，前者其实是第二块塔板的虚拟流股，后者其实是最后一块塔板的虚拟流股。图1.11ASPEN严格计算虚拟流股1.3回流罐设计压力储存容器在化工生产中的作用不容小觑，其外壳承受住不同程度的内压或者外压，良好的压力储罐设备是保持工艺稳定、高效的关键所在。压力储罐类型不一，表1.17-18作简单介绍。表1.17压力储罐常见类型名称特点方形/矩形常压小型容器球形容器承压能力强，仅作储罐圆筒形容器制造容易，安装方便，应用最广材料类型金属低碳钢或低合金钢为原材料，诺使用场合腐蚀性严重，需要换特种钢材等非金属硬聚氯乙烯，玻璃钢，不透性石墨等表1.18储存设备类型名称卧式储罐球形储罐地面卧式地下卧式特点设计时对于承压不大的设备尽可能选用可以减少占地面积和安全防火，避开温度的因素表面积最小，所需钢材少，承载能力大，受风面小，美化外观等本设计脱丙烷工艺回流罐的操作温度为25℃，大于15℃，按照Ⅱ类设计温度，即t=30℃；选择圆筒形金属材质的卧式储罐，操作压力为工作压力的1.1倍，即1.5MPa。（1）确定储罐公称容积、公称直径、公称长度：进料流量为1238.93kg/h，停留时间设10分钟，填充系数0.85，回流物系平均密度为461.8kg/m3。V=计算容积0.52m3，筒体参数参考《化工工艺设计手册》，封头参数参考《JB-T4746-2002钢制压力容器》[17]，从‘卧式椭圆形封头容器基本参数’中选择公称容积为0.8m（2）储罐壁厚尺寸以及确定直径700mm，长度1800mm。选用Q325-A材料，采用双面对焊接。δ查常用钢板厚度负变差表后取C1=0.5mmC=1+0.5=1.5δ圆整后取δd（3）封头壁厚选取椭圆形封头，δ圆整后取δd水压试验：σQ325-A在常温水压试验时钢质许可应力：σ水压试验强度足够，故满足设计要求。（4）鞍座粗略计算储罐质量：m=①m1罐体质量，每米质量1030kg，即②m2封头质量，m③m3回流液质量，④m4附件质量，人孔重量算100kg，其他接管重量算100kg，即m·总质量m=⑤单个鞍座负荷：F=表1.19回流罐工艺结果操作温度/℃30设计压力/MPa1.5回流物料碳三、碳四类烷烃容积/m30.8材料Q325-A焊接方式双面对焊接DN/mm700L/mm1800储罐壁厚/mm6封头壁厚/mm6鞍座/个2鞍座/型号JB/T4712-92鞍座A2600-F总质量/kg4232.41.4回流泵设计泵设备是化工生产中必不可少的，流体机械输送是单元操作里的重要一环。对泵设备进行选型时需要考虑输送介质的物性，其性质直接影响泵的性能，脱硫液化石油气脱丙烷塔回流泵的介质组成主要是碳三、碳四类，腐蚀性不强。泵的输送压力、流量、扬程、功率等问题都是选择泵时的关键因素。为保证泵的稳定运行，准确选型出与各项实际操作性能指标相符合的泵设备。（1）通过ASPEN严格全流程模块，模拟出回流泵设备的操作参数，如表1.20。表1.20回流泵操作参数介质丙烷入口压力(MPa)1.2出口压力(MPa)1.3操作温度(℃)25流体密度ρ(kg/m3)560流量Q(m3/h)2.39流体粘度μ(Pa.s)8.146E-05最大流量照1.1倍操作流量算，即Qmax=1.1×2.39=2.6md=取整结果d=0.025mu=流体的雷诺数：R选取新的铸铁管，该金属工业管绝对粗糙度ε=0.3mmε根据摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系图中找出对应的摩擦系数λ=0.